本發(fā)明涉及煤基合成天然氣技術(shù)領(lǐng)域，具體涉及一種用于煤基合成天然氣裝置的氣體凈化方法。

背景技術(shù)：

我國(guó)能源結(jié)構(gòu)為富煤少油貧氣，近年來(lái)隨著我國(guó)環(huán)境矛盾越來(lái)越突出，作為清潔能源的天然氣將會(huì)日益受到人們的青睞，隨之天然氣的需求缺口也將大幅增加，因此，充分利用國(guó)內(nèi)的煤碳資源進(jìn)行煤制合成天然氣是一個(gè)很好的煤炭綜合利用途徑。

傳統(tǒng)煤基合成天然氣工藝路線如附圖1所示，依次為煤氣化生產(chǎn)粗合成氣(1a)，粗合成氣(1a)經(jīng)變換調(diào)整3(h2-co2)/(co+co2)比約等于0.9～1.1的變換氣(2a)，變換氣(2a)中co2含量一般在25％～45％之間、h2s含量0.05％～2％之間，變換氣(2a)經(jīng)低溫甲醇洗凈化脫硫脫碳后得到總硫含量小于0.1ppm、co2含量在1％～3％左右的凈化氣(3a)，凈化氣(3a)經(jīng)甲烷化反應(yīng)之后得到甲烷含量大于95％、co2含量小于1％的sng產(chǎn)品(4a)。專(zhuān)利ca2013107336610提到利用低溫甲醇洗干燥、凈化和冷卻變換粗合成氣和sng產(chǎn)品氣的方法及其裝置，在工藝以及傳統(tǒng)的低溫甲醇洗工藝中，低溫甲醇在吸收變換氣或其它原料氣體中的co2、h2s等酸性氣體的同時(shí)，不可避免地會(huì)吸收部分h2、co、ch4等有效氣體，在傳統(tǒng)的低溫甲醇洗工藝中大都設(shè)置中壓閃蒸塔或閃蒸罐來(lái)回收這部分有效氣，這部分有效氣同時(shí)會(huì)含有大量的co2和少量的h2s，其中co2含量一般均大于50％以上，此部分氣體經(jīng)壓縮機(jī)提壓后送至變換氣洗滌塔入口，這無(wú)疑會(huì)增加變換氣洗滌塔頂循環(huán)甲醇的流量以吸收此部分氣體中的co2和h2s氣體，即同時(shí)增加了低溫甲醇洗系統(tǒng)的甲醇輸送能耗和甲醇再生過(guò)程的能耗。

在甲烷化系統(tǒng)，甲烷化反應(yīng)為強(qiáng)放熱反應(yīng)，為控制甲烷化反應(yīng)的溫升，防止高溫?zé)龎拇呋瘎┖蛽p壞反應(yīng)器，通常將第一級(jí)甲烷化或后續(xù)甲烷化反應(yīng)器出口的很 大一部分產(chǎn)品氣，通過(guò)壓縮機(jī)加壓后，循環(huán)至第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器入口，通過(guò)產(chǎn)品氣循環(huán)來(lái)稀釋原料氣，以達(dá)到控制第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器反應(yīng)溫升的目的，或者在第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器前通入蒸汽、水或其它惰性氣體控制第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器的反應(yīng)溫升。但由于其通入的蒸汽、水或惰性氣體的用量較大，使甲烷化系統(tǒng)的能耗較大。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的就是為了克服上述現(xiàn)有技術(shù)存在的缺陷而提供一種能同時(shí)對(duì)來(lái)自上游裝置的變換氣脫硫和對(duì)來(lái)自下游甲烷化系統(tǒng)的粗甲烷產(chǎn)品氣脫碳、回收物可分級(jí)利用的用于煤基合成天然氣裝置的氣體凈化方法。

本發(fā)明的目的可以通過(guò)以下技術(shù)方案來(lái)實(shí)現(xiàn)：一種用于煤基合成天然氣裝置的氣體凈化方法，所述的煤基合成天然氣裝置包括煤氣化器、變換熱回收器、凈化裝置和甲烷化反應(yīng)器，所述的凈化裝置包括凈化脫硫系統(tǒng)和凈化脫碳系統(tǒng)，所述的氣體凈化方法是同時(shí)對(duì)來(lái)自上游裝置的變換氣脫硫和來(lái)自下游甲烷化反應(yīng)器的粗甲烷產(chǎn)品氣脫碳，即經(jīng)變換熱回收器變換所得變換氣經(jīng)凈化脫硫系統(tǒng)脫硫后進(jìn)入甲烷化反應(yīng)器，制得粗甲烷產(chǎn)品氣，經(jīng)凈化脫碳系統(tǒng)脫除co2得到sng產(chǎn)品。

所述的凈化脫硫系統(tǒng)中的脫硫過(guò)程具體包括以下幾個(gè)步驟：

(1)變換氣經(jīng)原料氣冷卻器冷卻后，送入一號(hào)閃蒸罐，液相送入甲醇/水分離系統(tǒng)，氣相進(jìn)入變換氣洗滌塔底部，經(jīng)塔頂?shù)母灰杭状枷礈旌竺摮渲泻蚪M分；

(2)變換氣洗滌塔頂部得到凈化變換氣，其中85％-95％v/v的凈化變換氣a經(jīng)原料氣冷卻器回收冷量后送至下游甲烷化反應(yīng)器，進(jìn)行甲烷化反應(yīng)，得到粗甲烷產(chǎn)品氣，剩余凈化變換氣b送至甲烷氣提底部作為氣提氣；

(3)變換氣洗滌塔底部的含硫甲醇物料經(jīng)冷卻、減壓后送入二號(hào)閃蒸罐，閃蒸出含有甲烷、氫氣、一氧化碳和二氧化碳的氣相經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)提壓后與變換氣、噴淋甲醇混合，冷卻后送至變換氣洗滌塔底部入口進(jìn)行循環(huán)，二號(hào)閃蒸罐的液相被分成兩股，均進(jìn)行甲醇再生。

所述的變換氣洗滌塔只設(shè)置一段，用于脫除變換氣中的硫，其操作壓力為20atm～60atm，塔頂與塔底溫度為-65℃～-35℃。設(shè)置一段的原因就是僅用來(lái)脫除變換氣中的硫，不脫除co2,這和傳統(tǒng)工藝是不同的。

變換氣洗滌塔塔頂所得凈化變換氣中co2含量為20％～50％。

所述的脫碳包括以下幾個(gè)步驟：

(a)粗甲烷產(chǎn)品氣經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器冷卻后，送入三號(hào)閃蒸罐，得到的液相送入后續(xù)的甲醇/水分離系統(tǒng)，氣相進(jìn)入粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔底部，經(jīng)塔頂?shù)呢毤状?、半貧甲醇洗滌，脫除粗甲烷產(chǎn)品氣中的co2組分，粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔頂部?jī)艋玫募淄楫a(chǎn)品氣經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器回收冷量后送出界區(qū)；

(b)粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔底部物流的一部分無(wú)硫甲醇富液依次通過(guò)一號(hào)泵、一號(hào)換熱器和二號(hào)換熱器，冷卻得到富液甲醇，送至變換氣洗滌塔頂部作為變換氣脫硫的吸收劑使用，底部物流的剩余部分經(jīng)減壓閥減壓后送至甲烷氣提塔頂部；

(c)甲烷氣提塔頂部的無(wú)硫甲醇富液與底部的凈化變換氣充分接觸，氣液交換，回收無(wú)硫甲醇富液中溶解的甲烷、氫氣、一氧化碳；甲烷氣提塔頂部的氣體經(jīng)七號(hào)換熱器換熱，經(jīng)甲烷稀釋氣壓縮機(jī)提壓后送至下游的甲烷化反應(yīng)器；

(d)甲烷氣提塔底部液相經(jīng)冷卻、減壓后送至四號(hào)閃蒸罐，進(jìn)一步閃蒸回收低溫甲醇中溶解的甲烷、氫氣、一氧化碳，四號(hào)閃蒸罐閃蒸出的氣相送入二號(hào)閃蒸罐，四號(hào)閃蒸罐底部的液相進(jìn)行甲醇再生。

所述的粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔設(shè)置二段或三段，并且在段間設(shè)置換熱器用于移除co2在甲醇中的溶解熱；

進(jìn)入粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔的粗甲烷產(chǎn)品氣中co2含量為45％～75％。

所述的甲烷氣提塔和二號(hào)閃蒸罐分級(jí)回收、利用低溫甲醇中溶解的h2、co和ch4；

甲烷氣提塔塔頂?shù)臍怏w經(jīng)七號(hào)換熱器回收冷量，再經(jīng)甲烷稀釋氣壓縮機(jī)提壓后送至甲烷化反應(yīng)器，作為控制甲烷化反應(yīng)深度的稀釋氣使用；

二號(hào)閃蒸罐和四號(hào)閃蒸罐的氣相經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)提壓后送至變換氣洗滌塔入口，作為合成甲烷的原料氣使用。

所述的甲烷氣提塔的操作壓力為10atm～30atm；

二號(hào)閃蒸罐和四號(hào)閃蒸罐的操作壓力為6atm～15atm。

所述的甲醇再生包括以下幾個(gè)步驟：

(ⅰ)四號(hào)閃蒸罐底部的無(wú)硫富液甲醇a減壓后送至co2產(chǎn)品塔塔頂，閃蒸出來(lái)的co2氣，經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器回收冷量后得到常溫的co2產(chǎn)品氣送出界區(qū)；閃蒸后的液體分為兩部分，其中一部分無(wú)硫富液甲醇c送至co2產(chǎn)品塔上段，作為吸收劑吸收含硫甲醇液閃蒸出來(lái)的氣體中的h2s組分，閃蒸后的co2產(chǎn)品塔塔底液相送至h2s濃縮塔，用氮?dú)鈿馓崞渲械腸o2組分，達(dá)到h2s組分提濃的目 的；另外一部分無(wú)硫富液甲醇b減壓后送至h2s濃縮塔頂部，閃蒸出富含co2的h2s濃縮塔塔頂尾氣，經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器冷卻送至后續(xù)的尾氣洗滌系統(tǒng)，閃蒸后的半貧甲醇液經(jīng)四號(hào)泵送至粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔作為吸收劑；

(ⅱ)自h2s濃縮塔中部抽出來(lái)的含硫甲醇經(jīng)二號(hào)泵升壓后分為兩部分，一部分送至六號(hào)換熱器為再生循環(huán)甲醇提供冷量，一部分送至二號(hào)換熱器為變換氣洗滌塔的無(wú)硫富甲醇吸收液提供冷量；

(ⅲ)h2s濃縮塔底部的含硫甲醇液經(jīng)三號(hào)泵、五號(hào)換熱器回收冷量后送至熱再生塔，熱再生塔塔底得到再生貧甲醇a，分成兩部分，其中大部分再生貧甲醇b經(jīng)五號(hào)泵升壓、五號(hào)換熱器、六號(hào)換熱器冷卻降溫后送至粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔頂部作為吸收劑，剩余再生貧甲醇c送至后續(xù)甲醇/水分離系統(tǒng)，以控制循環(huán)甲醇中h2o含量，熱再生塔塔頂氣相經(jīng)七號(hào)換熱器和八號(hào)換熱器換熱后進(jìn)入五號(hào)閃蒸罐，五號(hào)閃蒸罐液相返回至熱再生塔頂部進(jìn)行循環(huán)，五號(hào)閃蒸罐氣相送出界外。

上述氣體凈化方法，是基于以下氣體凈化裝置完成的，該氣體凈化裝置設(shè)置于變換氣轉(zhuǎn)化裝置與甲烷化裝置之間，包括凈化裝置和甲醇再生裝置。

所述的凈化裝置包括變換氣洗滌塔、粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔、甲烷氣提塔、一號(hào)閃蒸罐、二號(hào)閃蒸罐、三號(hào)閃蒸罐和四號(hào)閃蒸罐；

所述的一號(hào)閃蒸罐的入口連接所述的變換氣轉(zhuǎn)化系統(tǒng)，并在管路上設(shè)置原料氣冷卻器，一號(hào)閃蒸罐的頂部連接所述變換氣洗滌塔的塔底，一號(hào)閃蒸罐的底部連接甲醇/水分離系統(tǒng)；

所述的三號(hào)閃蒸罐與所述的甲烷化系統(tǒng)的出口相連，并在該管路上設(shè)置粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器，三號(hào)閃蒸罐的頂部連接所述粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔的塔底入口，三號(hào)閃蒸罐的底部連接甲醇/水分離系統(tǒng)；

所述的粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔頂部入口和中間入口均連接甲醇再生裝置，頂部入口通入貧甲醇，中間入口通入半貧甲醇，粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔塔頂出口連接粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器，將粗甲烷產(chǎn)品洗滌塔塔頂氣體冷量回收后送出界區(qū)，粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔塔釜出口通過(guò)三通分別與甲烷氣提塔頂部和變換氣洗滌塔頂部入口相連，并在與變換氣洗滌塔頂部連接的管道上設(shè)置一號(hào)泵、一號(hào)換熱器和二號(hào)換熱器；

所述的變換氣洗滌塔塔頂出口通過(guò)三通分別與所述的甲烷化系統(tǒng)入口和甲烷氣提塔塔底入口相連，并在與甲烷化系統(tǒng)相連的管路上連接原料氣冷卻器回收冷量，變換氣洗滌塔塔釜出口與二號(hào)閃蒸罐相連，并在于二號(hào)閃蒸罐相連的管路上設(shè) 置三號(hào)換熱器；

所述的甲烷氣提塔頂部出口連接所述的甲烷化系統(tǒng)入口，并在該管路上依次設(shè)置七號(hào)換熱器和甲烷稀釋氣壓縮機(jī)，甲烷氣提塔底部出口連接四號(hào)閃蒸罐，并在該管路上設(shè)置四號(hào)換熱器；

所述的四號(hào)閃蒸罐頂部連接所述的二號(hào)閃蒸罐，四號(hào)閃蒸罐底部連接甲醇再生裝置；

所述的二號(hào)閃蒸罐頂部與所述的原料氣冷卻器相連，并在該連接管道上設(shè)置循環(huán)氣壓縮機(jī)，將二號(hào)閃蒸罐頂部氣相與來(lái)自于所述變換氣轉(zhuǎn)化系統(tǒng)的變換氣、噴淋甲醇混合后一起送入原料氣冷卻器；二號(hào)閃蒸罐底部用過(guò)三通分別和甲醇再生裝置連接。

所述的甲醇再生裝置包括co2產(chǎn)品塔、h2s濃縮塔、熱再生塔和五號(hào)閃蒸罐；

所述的co2產(chǎn)品塔塔頂入口連接所述四號(hào)閃蒸罐的底部，co2產(chǎn)品塔塔釜入口連接所述的h2s濃縮塔的中間出料口，co2產(chǎn)品塔中間入口與二號(hào)閃蒸罐的底部的管路a連接，co2產(chǎn)品塔塔頂出口連接所述的粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器，并將物料送出界區(qū)，co2產(chǎn)品塔塔釜得到的物料與來(lái)自于二號(hào)閃蒸罐底部的管路b的物料混合后進(jìn)入h2s濃縮塔的中部進(jìn)料口，co2產(chǎn)品塔的第一塊塔板處設(shè)置兩個(gè)液相出口，分別連接h2s濃縮塔的頂部入口和co2產(chǎn)品塔的第二塊塔板；

所述的h2s濃縮塔的底部通入n2，進(jìn)一步氣提其中的co2組分，h2s濃縮塔的塔頂出口連接所述的粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器，并將物料送出界區(qū)，h2s濃縮塔的第一塊塔板處設(shè)置出口，并通過(guò)四號(hào)泵得到半貧甲醇并送入粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔的中間入口，所述h2s濃縮塔的的塔底出口連接所述的熱再生塔的中間入口，并在該管路上依次設(shè)置三號(hào)泵和五號(hào)換熱器，h2s濃縮塔的中間出口連接二號(hào)泵，并通過(guò)三通將物料分成兩股，物料a經(jīng)過(guò)二號(hào)換熱器進(jìn)行換熱，物料b經(jīng)過(guò)六號(hào)換熱器進(jìn)行換熱，再將換熱后的物料a和物料b混合進(jìn)入所述co2產(chǎn)品塔塔釜入口；

所述的熱再生塔頂部出口連接所述的五號(hào)閃蒸罐，并在該管路上依次設(shè)置七號(hào)換熱器和八號(hào)換熱器，熱再生塔底部出口通過(guò)三通將其中物料分成兩股，其中一股物料通過(guò)九號(hào)換熱器返回?zé)嵩偕撞浚硪还晌锪弦来瓮ㄟ^(guò)五號(hào)泵和三通，得到物料c和物料d，物料d送出界區(qū)，物料c依次通過(guò)五號(hào)換熱器和六號(hào)換熱器后得到貧甲醇，送入所述的粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔的頂部入口；

所述的五號(hào)閃蒸罐頂部物料送出界區(qū)，五號(hào)閃蒸罐底部連接所述熱再生塔(63) 的頂部入口。

在甲烷化裝置，甲烷化反應(yīng)為強(qiáng)放熱反應(yīng)，為控制甲烷化反應(yīng)的溫升，防止高溫?zé)龎拇呋瘎┖蛽p壞反應(yīng)器，通常將第一級(jí)甲烷化或后續(xù)甲烷化反應(yīng)器出口的很大一部分產(chǎn)品氣，通過(guò)壓縮機(jī)加壓后，循環(huán)至第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器入口，通過(guò)產(chǎn)品氣循環(huán)來(lái)稀釋原料氣，以達(dá)到控制第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器反應(yīng)溫升的目的，或者在第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器前通入蒸汽、水或其它惰性氣體控制第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器的反應(yīng)溫升。本發(fā)明的氣體凈化裝置提供了有效的回收及分級(jí)利用含有甲烷、氫氣、一氧化碳、二氧化碳等組分氣體的方法，不僅解決了煤基合成天然氣裝置對(duì)變換氣和粗甲烷產(chǎn)品氣的凈化要求，同時(shí)對(duì)回收的含有甲烷、氫氣、一氧化碳、二氧化碳等組分氣體的分級(jí)利用，一方面減少了低溫甲醇洗系統(tǒng)的循環(huán)甲醇用量，降低了低溫甲醇洗裝置的操作能耗，另一方面還有效減少了下游甲烷化裝置循環(huán)氣壓縮機(jī)的進(jìn)料量，或可以有效減少控制甲烷化反應(yīng)溫升的蒸汽、水或惰性氣體的用量，起到了低溫甲醇洗裝置和甲烷化裝置同時(shí)節(jié)能降耗的雙重效果。

與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明所述的低溫甲醇洗工藝方法不僅解決了煤基合成天然氣裝置對(duì)變換氣和粗甲烷產(chǎn)品氣的凈化要求，同時(shí)對(duì)回收的含有甲烷、氫氣、一氧化碳、二氧化碳等組分氣體的分級(jí)利用，一方面減少了低溫甲醇洗系統(tǒng)的循環(huán)甲醇用量，降低了低溫甲醇洗裝置的操作成本，另一方面還有效減少了下游甲烷化裝置循環(huán)氣壓縮機(jī)的進(jìn)料量，或有效減少控制甲烷化反應(yīng)溫升的蒸汽、水或惰性氣體的用量，起到了低溫甲醇洗裝置和甲烷化裝置同時(shí)節(jié)能降耗的雙重效果。具體體現(xiàn)在以下幾方面：

(1)本發(fā)明實(shí)現(xiàn)了在一套低溫甲醇洗裝置中，同時(shí)對(duì)來(lái)自上游裝置的變換氣脫硫和對(duì)來(lái)自下游甲烷化裝置的粗甲烷產(chǎn)品氣脫碳，滿(mǎn)足兩種不同原料氣的凈化要求。

(2)本發(fā)明變換氣洗滌塔頂?shù)奈談?，采用的是?jīng)過(guò)冷卻后的甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔底的富液甲醇，不使用貧甲醇或半貧甲醇，減少了循環(huán)甲醇用量，即同時(shí)減少了甲醇輸送能耗和甲醇的再生能耗，降低了整個(gè)低溫甲醇洗系統(tǒng)的操作成本。

(3)傳統(tǒng)的低溫甲醇洗工藝，為回收溶解在吸收劑甲醇中的h2、co、ch4等有效氣組分，大都設(shè)置中壓閃蒸塔或閃蒸罐來(lái)回收這部分有效氣，這部分有效氣同時(shí)會(huì)含有大量的co2和少量的h2s，其中co2含量一般在50％～70％之間，此部分氣體經(jīng)壓縮機(jī)提壓后送至變換氣洗滌塔入口，這無(wú)疑會(huì)增加變換氣洗滌塔頂循環(huán) 甲醇的流量以吸收此部分氣體中的co2和h2s氣體，增加了低溫甲醇洗系統(tǒng)的甲醇輸送能耗和甲醇再生過(guò)程的能耗。與傳統(tǒng)低溫甲醇洗流程相比，本發(fā)明增加了甲烷氣提塔及甲烷稀釋氣壓縮機(jī)，采用了分步、分級(jí)閃蒸的方法，含硫氣體通過(guò)壓縮機(jī)提壓后與變換氣混合，作為合成甲烷的原料氣使用，不含硫氣體通過(guò)壓縮機(jī)提壓后輸送到甲烷化裝置，作為控制甲烷化反應(yīng)深度的稀釋氣使用；一方面減少了低溫甲醇洗系統(tǒng)的循環(huán)甲醇用量，降低了低溫甲醇洗裝置的操作成本，另一方面還有效減少了下游甲烷化裝置的循環(huán)氣壓縮機(jī)的能耗，或有效減少控制甲烷化反應(yīng)溫升的蒸汽、水或惰性氣體用量，起到了低溫甲醇洗裝置和甲烷化裝置同時(shí)節(jié)能降耗的雙重效果。

(4)甲烷氣提塔塔頂?shù)臍庀?，溫度一?5℃～-35℃，而甲烷化反應(yīng)器對(duì)入口原料氣的操作溫度要求一般需要大于200℃，因此有效回收這股甲烷稀釋氣體的冷量，有利于降低低溫甲醇洗裝置和甲烷化裝置的操作能耗，本發(fā)明采用將這股氣體與熱再生塔塔頂?shù)母籬2s甲醇蒸汽換熱方式回收冷量，從而節(jié)省了熱再生塔頂循環(huán)冷卻水用量，降低了低溫甲醇洗裝置的操作能耗。

附圖說(shuō)明

圖1為傳統(tǒng)煤基合成天然氣工藝路線圖；

圖2為本發(fā)明煤基合成天然氣工藝路線圖；

圖3為本發(fā)明一種用于煤基合成天然氣裝置的氣體凈化方法工藝流程圖。

其中，1a為傳統(tǒng)工藝中的粗合成氣，2a為傳統(tǒng)工藝中的變換氣，3a為傳統(tǒng)工藝中的中的凈化變換氣，4a為傳統(tǒng)工藝中的sng產(chǎn)品，1b為本發(fā)明中的粗合成氣，2b為為本發(fā)明中的變換氣，3b為為本發(fā)明中的凈化變換氣，4b為為本發(fā)明中的粗甲烷產(chǎn)品氣，5b為為本發(fā)明中的sng產(chǎn)品；

1為變換氣，2為原料氣冷卻器，3為一號(hào)閃蒸罐，4為氣相a，5為液相a，6為變換氣洗滌塔，7為凈化變換氣a，8為凈化變換氣c，9為凈化變換氣b，10為含硫甲醇物料，11為三號(hào)換熱器，12為二號(hào)閃蒸罐，13為氣相b，14為循環(huán)氣壓縮機(jī)，15為含硫甲醇富液a，16為含硫甲醇富液b，17為粗甲烷產(chǎn)品氣，18為粗甲烷產(chǎn)品冷卻器，19為三號(hào)閃蒸罐，20為氣相c，21為液相b，22為粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔，23為甲烷產(chǎn)品氣，24為sng產(chǎn)品，25為貧甲醇，26為半貧甲醇，27為無(wú)硫甲醇富液a，28為一號(hào)泵，29為一號(hào)換熱器，30為二號(hào)換熱器，31為富液 甲醇，32為無(wú)硫甲醇富液b，33為甲烷氣提塔，34為氣相d，35為凈化變換氣d，36為凈化變換氣e，37為無(wú)硫富液甲醇c，38為四號(hào)換熱器，39為四號(hào)閃蒸罐，40為氣相e，41為無(wú)硫富液甲醇a，42為co2產(chǎn)品塔，43為無(wú)硫富液甲醇b，44為無(wú)硫富液甲醇c，45為co2氣，46為co2產(chǎn)品氣，47為co2產(chǎn)品塔塔底液相，48為h2s濃縮塔，49為h2s濃縮塔塔頂尾氣，50為h2s廢氣，51為半貧甲醇液，52為四號(hào)泵，53為含硫甲醇，54為二號(hào)泵，55為物料b，56為六號(hào)換熱器，57為含硫甲醇b，58為物料a，59為h2s濃縮塔塔釜液相，60為三號(hào)泵，61為五號(hào)換熱器，62為熱再生塔中間進(jìn)料，63為熱再生塔，64為再沸器，65為再生貧甲醇a，66為五號(hào)泵，67為再生貧甲醇b，68為再生貧甲醇d，69為再生貧甲醇c，70為熱再生塔塔頂氣相，71為七號(hào)換熱器，72為甲烷稀釋氣壓縮機(jī)，73為八號(hào)換熱器，74為五號(hào)閃蒸罐，75為五號(hào)閃蒸罐液相，76為五號(hào)閃蒸罐氣相，77為噴淋甲醇b，78為噴淋甲醇a，79為氮?dú)狻?/p>

具體實(shí)施方式

下面對(duì)本發(fā)明的實(shí)施例作詳細(xì)說(shuō)明，本實(shí)施例在以本發(fā)明技術(shù)方案為前提下進(jìn)行實(shí)施，給出了詳細(xì)的實(shí)施方式和具體的操作過(guò)程，但本發(fā)明的保護(hù)范圍不限于下述的實(shí)施例。

實(shí)施例1

如圖2所示，為本發(fā)明煤基合成天然氣工藝路線，依次為煤氣化生產(chǎn)粗合成氣(1b)，粗合成氣(1b)經(jīng)變換調(diào)整3(h2-co2)/(co+co2)比約等于0.9～1.1的變換氣(2b)，變換氣(2b)經(jīng)凈化裝置僅脫硫、不脫除co2，co2作為甲烷化反應(yīng)的移熱介質(zhì)或稀釋氣通過(guò)甲烷化反應(yīng)器，最終得到粗甲烷產(chǎn)品氣(4b)，粗甲烷產(chǎn)品氣(4b)中ch4含量20％～50％、co2含量45％～75％，這與傳統(tǒng)甲烷化裝置產(chǎn)出的sng產(chǎn)品有很大的不同，必須通過(guò)凈化裝置集中脫除co2才能得到滿(mǎn)足天然氣產(chǎn)品要求的sng產(chǎn)品(5b)。具體體現(xiàn)在，煤氣化生成的粗合成氣1b經(jīng)過(guò)變換熱回收，形成變換氣2b，變換氣2b通入本發(fā)明的氣體凈化裝置中進(jìn)行脫硫，將變換氣2b中的h2s的脫除，形成凈化變換氣3b，然后將凈化交換氣3b輸送至甲烷化裝置，進(jìn)行甲烷化反應(yīng)，得到粗甲烷產(chǎn)品氣4b；將粗甲烷產(chǎn)品氣4b再次送入本發(fā)明的氣體凈化裝置中進(jìn)行脫碳，脫除粗甲烷產(chǎn)品氣4b中的co2，得到sng產(chǎn)品5b。

如圖3所示，為用于煤基合成天然氣裝置的氣體凈化方法工藝流程。自上游變換熱回收裝置來(lái)的含14.45％co、46.13％h2、38.71％co2、0.38％h2s的變換氣1以20471kmol/h的流量與來(lái)自循環(huán)氣壓縮機(jī)14的循環(huán)氣匯合，同時(shí)注入噴淋甲醇78以防結(jié)冰，經(jīng)原料氣冷卻器2冷卻后，送入一號(hào)閃蒸罐3，分離出的液相a5送入后續(xù)的甲醇/水分離系統(tǒng)，分離出的氣相a4進(jìn)入變換氣洗滌塔6底部，經(jīng)塔頂?shù)母灰杭状?1洗滌后脫除其中h2s組分；所述的變換氣洗滌塔6只設(shè)置一段，用于脫除變換氣中的硫，其操作壓力為20atm～60atm，塔頂與塔底溫度為-65℃～-35℃，設(shè)置一段的原因就是僅用來(lái)脫除變換氣中的硫，不脫除co2,這和傳統(tǒng)工藝是不同的。變換氣洗滌塔6頂部?jī)艋蟮淖儞Q氣的流量為20171kmol/h，分別含14.62％co、46.85％h2和37.63％co2，h2s含量小于0.1ppm，其中85％-95％v/v的凈化變換氣a7經(jīng)原料氣冷卻器2回收冷量后得到溫度為40℃的凈化變換氣c8送至下游甲烷合成裝置，少部分凈化變換氣b9送至甲烷氣提塔33底部作為氣提氣；變換氣洗滌塔6底部的含硫甲醇物料10經(jīng)三號(hào)換熱器11冷卻、減壓后送入二號(hào)閃蒸罐12，閃蒸出的含有甲烷、氫氣、一氧化碳、二氧化碳等組分的氣相b13，經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)14提壓后與自上游變換裝置來(lái)的變換氣混合，送至變換氣洗滌塔底部入口回收利用；閃蒸后的液體分成含硫甲醇富液a15和含硫甲醇富液b16分別減壓送至co2產(chǎn)品塔42和h2s濃縮塔48氣提出其中的co2組分，氣提后的含硫甲醇液59送至后續(xù)的甲醇熱再生塔63進(jìn)行熱再生。

自下游甲烷化裝置來(lái)的含28.86％ch4、69.74％co2、0.3％h2o的粗甲烷產(chǎn)品氣17以11768kmol/h的流量與噴淋甲醇b77混合，經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器18冷卻后，送入三號(hào)閃蒸罐19，分離出的液相b21送入后續(xù)的甲醇/水分離系統(tǒng)，分離出的氣相c20進(jìn)入粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔22底部，經(jīng)塔頂?shù)呢毤状?5、半貧甲醇26洗滌，脫除粗甲烷產(chǎn)品氣中的co2組分；粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔22頂部?jī)艋蟮募淄楫a(chǎn)品氣23，其流量為3145kmol/h，含96.2％的ch4，經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器18回收冷量得到sng產(chǎn)品24后送出界區(qū)；粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔22底部的一部分含ch3oh、co2的無(wú)硫甲醇富液a27經(jīng)一號(hào)泵28輸送，一號(hào)換熱器29和二號(hào)換熱器30冷卻后送至變換氣洗滌塔6頂部作為變換氣脫硫的吸收劑使用，另外一部分無(wú)硫甲醇富液b32經(jīng)減壓閥減壓后送至甲烷氣提塔33，以回收低溫甲醇中溶解的甲烷、氫氣、一氧化碳等有效氣體。

甲烷氣提塔33頂部的氣相d34經(jīng)七號(hào)換熱器71，與熱再生塔63頂部的氣相 換熱回收冷量后，得到凈化變換氣d35，再經(jīng)甲烷稀釋氣壓縮機(jī)72提壓后得到ch4濃度為20.25％、co2濃度為74.71％的凈化變換氣e36，送至下游的甲烷化裝置；甲烷氣提塔33底部的無(wú)硫富液甲醇c37經(jīng)四號(hào)換熱器38冷卻、減壓后送至四號(hào)閃蒸罐39，進(jìn)一步閃蒸回收低溫甲醇中溶解的甲烷、氫氣、一氧化碳等有效氣體，閃蒸出的氣相e40送入二號(hào)閃蒸罐12，氣相經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)提壓后與變換氣混合，送至變換氣洗滌塔入口。

四號(hào)閃蒸罐39底部的無(wú)硫富液甲醇a41減壓后送至co2產(chǎn)品塔42塔頂，閃蒸出來(lái)的co2氣45經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器18回收冷量后得到常溫的co2產(chǎn)品氣46送出界區(qū)；閃蒸后的液體分為兩部分，其中一部分無(wú)硫富液甲醇c44送至co2產(chǎn)品塔42上段，作為吸收劑進(jìn)一步吸收含硫甲醇液閃蒸出來(lái)的氣體中的h2s組分，閃蒸后的co2產(chǎn)品塔塔底液相47送至h2s濃縮塔48進(jìn)一步用氮?dú)?9氣提其中的co2組分，達(dá)到h2s組分提濃的目的；另外一部分無(wú)硫富液甲醇b43減壓后送至h2s濃縮塔頂部，閃蒸出富含co2的h2s濃縮塔塔頂尾氣49，經(jīng)粗甲烷產(chǎn)品氣冷卻器18冷卻得到h2s廢氣50，送至后續(xù)的尾氣洗滌系統(tǒng)，閃蒸后的液體半貧甲醇液51經(jīng)四號(hào)泵52送至粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔22作為吸收劑。

自h2s濃縮塔48中部抽出來(lái)的含硫甲醇53溫度為-75～-50℃之間，用來(lái)提供系統(tǒng)所需的冷量，經(jīng)二號(hào)泵54升壓后分為兩部分，一部分物料b55送至六號(hào)換熱器56為再生循環(huán)甲醇提供冷量，一部分物料a58送至二號(hào)換熱器30為變換氣洗滌塔6的無(wú)硫富甲醇吸收液提供冷量，物料a58和物料b55經(jīng)換熱后合成一股，得到含硫甲醇b57，進(jìn)入co2產(chǎn)品塔42塔釜。

h2s濃縮塔塔釜液相59經(jīng)三號(hào)泵60、五號(hào)換熱器61回收冷量形成熱再生塔中間進(jìn)料，并送至熱再生塔63，熱再生塔63塔底設(shè)置再沸器64，其塔底得到再生貧甲醇a65，經(jīng)五號(hào)泵66后分成兩路，其中，大部分再生貧甲醇b67經(jīng)五號(hào)換熱器61換熱得到再生貧甲醇d68，再經(jīng)過(guò)六號(hào)換熱器56冷卻降溫后送至粗甲烷產(chǎn)品氣洗滌塔22頂部作為吸收劑，一小部分再生貧甲醇c69送至后續(xù)甲醇/水分離系統(tǒng)，以控制循環(huán)甲醇中h2o含量。

熱再生塔塔頂氣相70經(jīng)七號(hào)換熱器71和八號(hào)換熱器73換熱后進(jìn)入五號(hào)閃蒸罐74，五號(hào)閃蒸罐液相75返回至熱再生塔頂部進(jìn)行循環(huán)，五號(hào)閃蒸罐氣相76送出界外。

以上對(duì)本發(fā)明的具體實(shí)施例進(jìn)行了詳細(xì)描述，相關(guān)技術(shù)人員明顯能在不脫離本 發(fā)明內(nèi)容、精神和范圍內(nèi)對(duì)本文所述的工藝方法進(jìn)行改動(dòng)或適當(dāng)變更與組合，來(lái)實(shí)現(xiàn)本發(fā)明技術(shù)。特別需要指出的是，所有相類(lèi)似的替換和改動(dòng)對(duì)本領(lǐng)域的技術(shù)人員是顯而易見(jiàn)的，它們都會(huì)被視為包含在本發(fā)明精神、范圍和內(nèi)容中。